化工原理课程设计(水丙酮的分离)

化工原理课程设计PAGE任务书1.设计题目：筛板式连续精馏塔设计2.设计任务废丙酮溶液，其组成为含丙酮50%（质量分数，下同）。为得到含水量为0.5%的丙酮溶液，使废丙酮溶液重复使用，拟建立一套板式精馏塔，以对废丙酮溶液进行精馏。设计要求废丙酮溶媒的处理量为6500吨/年，塔底废水中丙酮含量0.05%。3.工艺条件生产能力：6500吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%丙酮，50%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液99.5%丙酮，釜液0.05%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点温度进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选单板压降≤0.7kPa加热蒸气压力0.5MPa（表压）4.设计内容1)精馏塔的物料衡算；2)塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)对设计过程的评述和有关问题的讨论5.设计流程丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。目录1．精馏塔的工艺计算………………11.1整理有关数据…………11.2精馏塔的物料衡算………31.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算……………71.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算……………101.5塔板主要工艺尺寸的计算……………121.6筛板的流体力学验算……………………161.7塔板负荷性能图…………191.8精馏塔接管尺寸计算……………………232.设计一览表……………………253．符号说明………………………264.后记………………285.参考文献…………286.附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）化工原理课程设计PAGE241精馏塔的工艺计算1.1整理有关物性数据表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3表3.水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮—水系统t—x—y数据沸点t/℃丙酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上数据可作出丙酮和水的温度组成图，t-y（x）图如下图1-1温度组成图由温度组成图导出相平衡图，如图1-2所示图1-2相平衡图1.2精馏塔的物料衡算1.2.1丙酮的摩尔质量=58.08水的摩尔质量=18.02 1.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量1.2.3物料衡算原处理量总物料衡算32.8209联立，解得1.2.4塔板数的确定1.2.4.1理论板层数的求取最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。如图1-3所示，过D（0.9841,0.9841）相切相平衡曲线交q线方程：x=0.2368于一点，求得切点e(0.9583,0.9673)。故最小回流比为图1-3取操作回流比为精馏塔的气、液相负荷操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如图1-4所示：图1-4求解结果结果为总理论板层数:（包括再沸器）进料板位置:全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据丙酮—水系统t—x(y)图可以查得：塔顶温度，设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：可得：(塔底)假设物质同上：可得：所以全塔平均挥发度：平均温度：查前面物性常数（粘度表）：用内插法求得时，查，丙酮和水的液相组成所以平均粘度所以全塔效率1.2.4.2实际板层数的求取精馏段实际板层数提馏段实际板层数1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1.3.1操作压力计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力精馏段平均压力1.3.2操作温度计算由第一块塔板及加料板液相组成，，结合温度组成图（图1-1）可求得塔顶温度进料温度精馏段平均温度1.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，查平衡曲线（见图1-4），得进料板平均摩尔质量计算同理可求得，精馏段平均摩尔质量1.3.4平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即液相平局密度计算进料板液相的质量分率由，查手册，得所以同理可查得时所以精馏段液相平均密度为1.3.5液体平均表面张力计算塔顶液相平均表面张力计算由，查手册得由，查手册，得精馏段液相平均表面张力为1.3.6液体平均粘度计算塔顶液相平均粘度的计算由，查手册得解出进料板液相平均粘度的计算由，查手册，得解出精馏段液相平均表面张力为同理可求得提馏段相关数据，计算过程略，计算结果如下：平均压力（）103.75平均温度89.73液相平均摩尔质量18.77气相平均摩尔质量29.32气相平均密度2.61液相平均密度502.65液相平均表面张力62.285液相平均粘度0.251.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.4.1塔径的计算1.4.1.1精馏段塔径计算精馏段的气、液相体积流率为0.0297取板间距，板上液层高度查图1-5得，图1-5史密斯关联图由,求得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为1.4.1.2提馏段塔径计算提馏段的气、液相体积流率为取板间距，板上液层高度查图1-5得，由,求得取安全系数为0.7，则空塔气速为综上所述，两管径相差不大，取最大值，按标准塔径圆整后塔截面积为实际空塔气速为1.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为0.8故精馏塔的有效高度为1.5塔板主要工艺尺寸的计算1.5.1溢流装置计算因塔径小于2.2，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：1.5.1.1堰长取1.5.1.2溢流堰高度精馏段查液流收缩系数关联图，如图1-6所示图1-6液流收缩系数关联图求得纵坐标液流收缩系数所以堰上液层高度因取板上清液层高度故=提馏段查图1-6，得0.06-0.013=0.0471.5.1.3弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管参数图（图1-7），得故==验算液体在降液管中停留时间，即精馏段>5提馏段>5故降液管设计合理图1-7弓形降液管参数图1.5.1.4降液管底隙高度精馏段取则>0.006提馏段>0.006故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度1.5.2塔板分布1.5.2.1塔板的分块因,故塔板采用整块式1.5.2.2边缘地区宽度确定取，=0.0351.5.2.3开孔区面积计算开孔区面积其中=故==0.1691.5.2.4筛孔计算及其排列因物料无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为气体通过阀孔的气速为精馏段提馏段1.6筛板的流体力学验算1.6.1塔板压降1.6.1.1干板阻力计算精馏段由，查图1-8得，故m液柱提馏段m液柱图1-8干筛孔的流量系数1.6.1.2气体通过液层的阻力计算精馏段查充气系数关联图得故m液柱提馏段查充气系数关联图得故m液柱1.6.1.3液体表面张力的阻力计算精馏段m液柱气体通过每层塔板的液柱高度m液柱气体通过每层塔板的压降为<0.7kPa(设计允许值)提馏段m液柱m液柱气体通过每层塔板的压降为<0.7kPa(设计允许值)1.6.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。1.6.3液沫夹带精馏段塔板上鼓泡层高度液沫夹带量=0.011kg液/kg气<0.1kg液/kg气提馏段塔板上鼓泡层高度液沫夹带量=0.00013kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。1.6.4漏液对筛板塔，漏液点气速=精馏段=实际孔速>稳定系数>1.5提馏段=实际孔速>稳定系数>1.5故在本设计中无明显漏液1.6.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高其中丙酮和水属一般物质，取而板上不设进口堰，，所以精馏段=m=m提馏段=m=m故本设计不会发生液泛现象1.7塔板负荷性能图1.7.1精馏段塔板负荷性能图1.7.1.1漏液线由==得带入数据，整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00060.00100.00150.00210.11860.12150.12450.1276由上表数据即可作出漏液线1.7.1.2液沫夹带线以kg液/kg气为限，有以下推算：=0.1代入各已知数据，整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00060.00100.00150.00214.4184.25434.07873.8923由上表数据即可作出液沫夹带线1.7.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，由=0.006得=据此可作为与气体流量无关的垂直液相负荷下限线1.7.1.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，即故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线1.7.1.5液泛线令由；；；联立得忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得式中将有关的数据代入，得=0.687127.4故或在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00060.00100.00150.00210.42470.40600.37710.3308由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图1-9所示：图1-9有图可看出，该筛板的操作下限为液相负荷下限控制，上限为液泛控制在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可知故操作弹性为1.7.2提馏段塔板负荷性能图由以上方法，求得各操作线方程如下（过程略）：漏液线：液沫夹带线：液相负荷下限线：液相负荷上限线：液泛线：去点作图得图1-10有图可看出，该筛板的操作下限为液相负荷下限控制，上限为液泛控制故操作弹性为1.8精馏塔接管尺寸计算1.8.1进料管进料管体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：φ32×5mm实际管内流速：1.8.2回流液管回流液管体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：φ32×5mm实际管内流速：2设计一览表项目符号单位计算数据精馏段精馏段各段平均温度℃68.0889.73平均流量气相0.2590.0745液相0.000370.00101实际塔板数N块357板间距0.40.4塔的有效高度Z13.62.4塔径D0.60.6空塔气速um/s1.2320.136塔板液流形式单溢流单溢流溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长0.3960.396堰高0.05350.047溢流堰宽度0.07440.0744底与受液盘距离0.01170.032板上清液层高度0.060.06孔径5.05.0孔中心距t15.015.0孔数n孔27312731开孔面积0.1690.169筛孔气速15.174.36塔板压降Pa669.87686.89液体在降液管中停留时间s22.058.08降液管内清液层高度液柱0.2270.2235雾沫夹带kg液/kg气0.0110.00013负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限液相负荷下限控制液相负荷下限控制气相最大负荷0.43770.0426气相最小负荷0.22400.0229操作弹性1.951.86泵规格IS50-32-1603符号说明英文字母－开孔区面积－降液管面积－塔截面积－操作线截距－负荷系数（无因次）－流量系数（无因次）D－塔顶流出液量D－塔径－筛孔直径－全塔效率（无因次）－液体收缩系数（无因次）－物沫夹带量kg液/kg气F－进料流量－重力加速度－板间距－清液高度－干板阻力的液柱高度－与液体流径降液管的压降相当液柱高度－板上液层高度－降液管底隙高度－气体通过每层塔板的液柱高度－液体表面张力的阻力液－溢流堰高度K－物性系数（无因次）－液相体积流率－堰长M－分子量N－塔板数－理论塔板数P－操作压强Pa－压强降Paq－进料状态参数－回流比－最小回流比u－空塔气速W－釜残液流量－边缘区宽度－弓形降液管的宽度x－液相中易挥发组分的摩尔分率y－气相中易挥发组分的摩尔分率Z－塔的有效高度希腊字母α－相对挥发度μ－粘度Cpρ－密度σ－表面张力下标V－气相L－液相l－精馏段min－最小max－最大A－易挥发组分B－难挥发组分4后记精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短两周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础